EP0191725A2 - Verfahren zur Abscheidung von Schwefeldioxid aus Gasen und zur Gewinnung von konzentrierter Schwefelsäure - Google Patents

Verfahren zur Abscheidung von Schwefeldioxid aus Gasen und zur Gewinnung von konzentrierter Schwefelsäure Download PDF

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EP0191725A2
EP0191725A2 EP86810006A EP86810006A EP0191725A2 EP 0191725 A2 EP0191725 A2 EP 0191725A2 EP 86810006 A EP86810006 A EP 86810006A EP 86810006 A EP86810006 A EP 86810006A EP 0191725 A2 EP0191725 A2 EP 0191725A2
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EP
European Patent Office
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sulfuric acid
acid
gases
nitrogen oxide
gas
Prior art date
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Withdrawn
Application number
EP86810006A
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French (fr)
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EP0191725A3 (de
Inventor
Volker Dr. Fattinger
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Novartis AG
Original Assignee
Ciba Geigy AG
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Filing date
Publication date
Application filed by Ciba Geigy AG filed Critical Ciba Geigy AG
Publication of EP0191725A2 publication Critical patent/EP0191725A2/de
Publication of EP0191725A3 publication Critical patent/EP0191725A3/de
Withdrawn legal-status Critical Current

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    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/46—Removing components of defined structure
    • B01D53/48—Sulfur compounds
    • B01D53/50—Sulfur oxides
    • B01D53/507—Sulfur oxides by treating the gases with other liquids
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
    • C01B17/69—Sulfur trioxide; Sulfuric acid
    • C01B17/74—Preparation
    • C01B17/82—Preparation of sulfuric acid using a nitrogen oxide process

Definitions

  • the present invention relates to a method for the separation of sulfur dioxide from gases, in particular exhaust gases, and for the production of concentrated sulfuric acid using the separated sulfur dioxide.
  • the invention relates to a process for separating sulfur dioxide from gases and for producing concentrated sulfuric acid, the majority of the gases being freed of SO 2 in a nitrogen oxide / sulfuric acid system and the acid being concentrated in a contact system.
  • the basic idea of the process is the recycling of excess water from the contact system, including the acid preconcentration system, in the nitrogen oxide-sulfuric acid plant. It turns out that one can do without predrying the sulfur dioxide gases if one uses the water-containing gases from the acid concentration in the nitrogen oxide-sulfuric acid system. Normally, however, both measures are used, namely the predrying of the gases and the return of the outlet gases from the sulfuric acid concentration to the nitrogen oxide-sulfuric acid system.
  • the exhaust gases of the contact system finally reach the chimney 5 via the sulfuric acid mist separator 24 and the blower 25.
  • a 76% sulfuric acid from the NO x -H 2 SO 4 system is passed through the acid line 26 into the acid circuit of the second gas pre-drying tower 12.
  • the acid overflow this second Gasvortrocknung passes via line 27 into the first Gasvortrockenturm 10.
  • the pump 28 and acid cooler 29, which ensures a temperature of the circuit of less than 45 0 C by means of cooling water is located.
  • the acid which is the main amount of water content of the gas stream of 11 Nm 3 / sec. has taken, comes back in a correspondingly diluted form via line 30 into the nitrogen oxide-sulfuric acid system.
  • the amount of acid of 76% H 2 SO 4 which is removed from the nitrogen oxide-sulfuric acid system via line 31 is more than four times greater than the amount of acid which is withdrawn via line 26.
  • the acid of 76% derived via line 31 does not return to the nitrogen oxide-sulfuric acid system; their amount corresponds stoichiometrically to the amount of S0 2 processed in the nitrogen oxide-sulfuric acid system.
  • the acid is brought to a temperature of 100 ° C. before it reaches the acid concentrating tower 23 via the line 33. In this tower, the acid concentration is raised to approximately 81.5%, giving off water vapor to the dry inlet gas of the concentrating tower 23.
  • the heat of vaporization is transferred to the concentrating tower 23 by means of the acid cycle can be removed from the system.
  • An acid pre-concentration in a vacuum can therefore preferably be used when it is difficult to ensure a balanced water balance for the overall system by other means.
  • Example 1 serves to explain the first embodiment.
  • the gas delivery lines are drawn as parallel lines. Cycles of sulfuric acid with more than 90% are shown with strong lines. Dash-dotted lines mark cycles for acid under 90%. Lines for the transport of acid between the treatment stages are shown in broken lines. Dotted lines are not acid lines, but mark control processes.
  • 36 Nm 3 / sec. of a dedusted rust gas with 4.5 vol.% SO 2 reach the gas treatment system via line 1 at 80 ° C.
  • the gas volume of 36 Nm 3 / sec. is divided into two streams, 25 Nm 3 / sec. pass via line 2 and blower 3 into a tower system according to the nitrogen oxide-sulfuric acid process.
  • the SO2 content of the gases is processed into a 76% sulfuric acid.
  • the exhaust gases with a SO 2 + NO x content of less than 400 ppm reach the chimney 5 via line 4.
  • 11 Nm 3 / sec. of the dedusted SO 2 gas pass via line 6 and fan 7 into a contact system which was already present before the nitrogen oxide-sulfuric acid system was built and in the course of increasing the amount of roasting gas by 11 Nm 3 / sec. to 36 Nm 3 / sec. was added to ensure acid production with a concentration above 95% H 2 S0 4 in the enlarged new plant.
  • Line 8 leads into the wet gas cooling and gas cleaning of the contact system.
  • Line 9 leads the gases after their purification into the first gas pre-drying tower 10 and line 11 connects this tower to a second gas pre-drying tower 12.
  • the water content of the gases in line 13, which leads to the gas drying tower 14, is below 4 g / Nm 3 .
  • the gases made anhydrous with 98% acid In order to make optimal use of the available heat, it is advisable to use a two-stage or multi-stage system to pre-concentrate the acid produced by the NO-H2S04 system.
  • the acid often runs off relatively hot from the denitrification tower of a nitrogen oxide-sulfuric acid system. It is advantageous to introduce this acid into the acid preconcentration plant at its original high temperature. As will be described in more detail in Example 2, it makes sense to raise the temperature of the acid which is obtained from the NO -H2S04 system even further by heat exchange with acid from the absorption system, preferably to temperatures of over 100.degree.
  • the optimal use of the heat generated in the S0 3 absorption system requires a two or more stage S0 3 absorption system.
  • the acid drain temperature can be raised above 150 ° C in the first stage of S0 3 absorption.
  • a lower temperature can preferably be used.
  • the absorption acid has a small but measurable vapor pressure at H 2 S0 4 .
  • Most of this vaporous sulfuric acid is absorbed in the subsequent acid pre-concentration.
  • a sulfuric acid mist separator can be installed on the gas side.
  • the dry outlet gases are used for the pre-concentration of sulfuric acid.
  • a vacuum acid concentrating system is used, the heat generated in the S0 3 absorption circuit is transferred to the circuit of the vacuum concentrating system by a heat exchanger. From a vacuum concentration, the water evaporated from the acid falls after the condenser in liquid form be fed to a converter, after the S0 3 absorption are fed to a nitrogen oxide-sulfuric acid system, in which the remaining S0 2 is converted to sulfuric acid.
  • the absolutely dry gases from the S0 3 absorption are able to drive water out of sulfuric acid and can therefore be used advantageously to pre-concentrate the acid from the nitrogen oxide-sulfuric acid system.
  • Example 3 it is possible, for example, to achieve the entire acid production from a large exhaust gas flow of 34 Nm 3 / sec. win in the form of a 97% sulfuric acid, although the SO 2 concentration is only 2.5 vol.%.
  • the additional small contact system required for this only processes a gas volume of 6 Nm 3 / sec. with an S0 2 content of 7 vol.% and only needs to be designed for an SO 2 ⁇ SO 3 conversion of approx. 85%.
  • the pump 35 provides the acid feed.
  • the heat exchanger 36 transfers the heat originating from the circuit of the SO 3 absorption tower 18 to the circuit 34 of the concentration tower 23.
  • the approx. 81.5% acid reaches the second concentrating tower 22 via line 37.
  • the temperature of the acid, which reaches the concentrating tower 22 via line 38, is 150 ° C.
  • the concentration of the acid increases to approx. 85%.
  • Line 39 conveys this 85% acid in a controlled amount into the S0 3 absorption tower 18.
  • the concentration measuring device 40 controls the addition of acid in such a way that an acid concentration of 98.4 to 99% is maintained in the S0 3 absorber 18.
  • a further amount of 85% strength acid is passed in a controlled manner into the acid mixing container 42 via line 41.
  • the amount of acid circulation above the S0 3 absorber 18 is such that the acid enters via line 46 at approx. 85 ° C. and flows through line 47 to pump 48 at line 165.
  • the amount of acid in the SO J absorber circuit increases in the circuit of the drying tower 14.
  • the approximately 140 ° C. hot acid supplied to the drying tower and the Heat of condensation of the water separated in the drying tower 14 results in the gases flowing through the drying tower 14 being heated to a temperature of over 70.degree.
  • the concentration of the circulating acid of the dry tower 14 is 98%.
  • An amount of acid corresponding to the amount of acid added via line 43 is passed via line 44 into the acid mixing container 42.
  • the acid mixing tank 42 is with the cooling device 45 equipped.
  • the total acid production of the system can be withdrawn from the acid mixing tank 42.
  • the concentration is over 95%.
  • Example 2 The principle flow diagram is shown in Fig. 2. The type of representation for gas lines, acid circuits and lines between treatment stages has already been explained in Example 1.
  • Gas path 40 Nm 3 / sec. of a dry-dusted exhaust gas from a smelter goes into the So 2 processing system via line 1.
  • the gas temperature is 70 ° C
  • the S0 2 content is 3.4 vol.%
  • the oxygen content is over 10 vol.%.
  • the gas stream is split into two streams. 25 Nm 3 / sec. pass via line 2, blower 3 and line 4 directly into a gas cooling system, where they are cooled to a temperature of approx. 40 ° C.
  • the description of the gas path through the contact system follows later. First of all, reference is made to the fact that the outlet gates of the contact system, which still contain about 1% by volume of SO Z, are ultimately combined again with the main stream of the gases in line 4 via fans 25 and line 10.
  • the gas stream After cooling, the gas stream enters a nitrogen oxide-sulfuric acid tower system and from there ultimately via line 5 into the atmosphere.
  • the sum of the harmful gases SO 2 + NO x in the cleaned gas is less than 300 ppm.
  • the nitrogen oxide-sulfuric acid tower system contains a special nitrogen oxide-sulfuric acid mist separator.
  • the already mentioned partial gas flow of 15 Nm 3 / sec. is, as shown schematically in Fig. 2, passed after cooling and wet cleaning in a multi-stage gas pre-drying system.
  • the structure of this predrying corresponds to the principle and explained in Example 1 repetition of an explanation is therefore unnecessary.
  • the purpose of this predrying is to separate off the bulk of the gas moisture and to pass on the separated water to the NO x -H 2 SO 4 system by means of line 30.
  • the pre-dried partial gas flow of 15 Nm 3 / sec passes via line 13. in the gas fine drying, the structure of which is also analogous, as set out and explained in Example 1. Via line 15, the approximately 85 ° C hot, dry gases reach a contact system in which approximately 88% of the SO 2 and S0 3 are converted.
  • This relatively low conversion allows the use of only a two-stage converter with a low gas resistance.
  • the gases leaving the gas heat exchanger of the contact system reach the venturi absorber 17 and the first packing layer 18 of the SO s absorption system at approximately 140 ° C.
  • the absorption temperature of the main amount of S0 3 by an approximately 98.5% sulfuric acid is 160 ° C.
  • the remaining amount of S0 3 is separated in a downstream absorption stage 19, into which the gas passes via line 41.
  • This second stage of S0 3 absorption is sprinkled via line 46 with an approximately 115 ° C hot acid from 98.5 to 99%.
  • the H 2 S0 4 vapor pressure is in the range 0.05 to 0.1 Torr.
  • a small amount of H 2 S0 4 vapor corresponding to this vapor pressure reaches the concentrating towers 22 and 23. Thanks to the high temperature in the concentrating towers, a coarse, easily separable sulfuric acid mist is formed, if any, which is separated in the downstream nitrogen oxide-sulfuric acid system with little effort becomes.
  • Acid route The approx. 77% acid produced in the nitrogen oxide-sulfuric acid system flows through line 26 to the contact system and divides it into lines 27 and 31. About 30% of the resulting from line 26 passes through line 237 and cooler 28 in the gas predrying. The cooling water flow of the cooler 28 is identified by number 29. As already explained, the acid flow from line 27 returns to the nitrogen oxide-sulfuric acid system after taking up water in the gas predrying via line 30.
  • the 77% acid is heated to 150 ° C. in the heat exchanger 32.
  • the heat required for this comes from the SO 3 absorption 18.
  • the temperature of the acid flowing to the heat exchanger 32 by means of line 47 and pump 48 is approximately 165 ° C.
  • the 77% acid heated in the heat exchanger 32 reaches the upper packing layer of the concentrating tower 23 via line 33.
  • the hot acid releases water vapor and thereby increases its concentration to about »79% before the acid with the acid cycle of the bottom packing layer of the Concentrated tower 23 mixed.
  • the filler layers were identified in FIG. 1 and in FIG. 2 by crossed hatching.
  • Example 2 The further route of the acid from the concentrating tower 23 to the concentrating tower 22 and the function of this two-stage acid concentrating system has already been explained in Example 1 and can be seen in FIG. 2.
  • the total amount of the acid pre-concentrated to approx. 86% reaches the acid circuit of the S0 3 absorption system via line 39.
  • the inflow amount is controlled by means of the acid concentration measuring and regulating device 40 in such a way that the desired concentration of 98.5 to 99% is maintained in the absorption system.
  • the acid produced is removed from the system at this concentration by means of lines 42 and 44 and pump 14.
  • Example 3 is explained in the same way as example 2 with reference to FIG. 2. In example 3, however, the shut-off device 11 is closed and the shut-off device 12 is open. 34 Nm 3 / sec flow through line 1. of an SOz gas with 2.5 vol.%, which come from an exhaust gas detection system of a sinter roasting plant. In the same metallurgical plant, 6 Nm 3 / sec fall after a roasting furnace. of an exhaust gas, the oxygen content of which is 9% by volume. The paths of the gases through the two sulfuric acid production systems and also the flow of the acid streams correspond to FIG. 2 and have already been explained in Example 2.

Abstract

Verfahren zur Abscheidung von Schwefeldioxid aus Gasen, insbesondere Abgasen, und zur Herstellung von konzentrierter Schwefelsäure mit einer Konzentration von über 90% durch Einführen einer nach einem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess erhaltenen vorkonzentrierten Schwefelsäure in eine Schwefeltrioxid-Absorptionsanlage durch Benutzung der in der letzteren frei werdenden Wärmemenge zur Vorkonzentrierung der Schwefelsäure aus dem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess, wobei man den Schwefeldioxid enthaltenden Gasstrom, der zur Erzeugung von Schwefeltrioxid eingesetzt wird, vortrocknet und das aus dem Gas entfernte Wasser als wasserhaltige Schwefelsäure dem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess zuführt und/oder bei der Vorkonzentrierung entstehende wasserhaltige Gase in den Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess einführt.

Description

  • Gegenstand der vorliegenden Erfindung ist ein Verfahren zur Abscheidung von Schwefeldioxid aus Gasen, insbesondere Abgasen, und zur Gewinnung von konzentrierter Schwefelsäure unter Verwendung des abgeschiedenen Schwefeldioxids.
  • Zum Schutze der Umwelt ist man bestrebt, die Emissionen von Schwefeldioxid weitgehend zu reduzieren, indem man Schwefeldioxid aus Gasen, insbesondere Abgasen, abscheidet. Dabei ist es von Vorteil, das abgeschiedene Schwefeldioxid in eine verwertbare Form, vor allem in Schwefelsäure, umzuwandeln. Im Zuge dieser Bemühungen fällt mehr Schwefelsäure an, so dass es sinnvoll erscheint, wenn entsprechend weniger Schwefelsäure aus der Verbrennung von Schwefel produziert wird. Das dort anzuwendende Doppelkatalyseverfahren eignet sich für Schwefelverbrennungsgase und Röstgase, nicht jedoch für relativ schwache schwefeldioxidhaltige Gase und insbesondere Abgase, da es zu viel elektrische Energie verbraucht und somit zu teuer wird.
  • In Anbetracht der hohen Kosten einer wünschenswerten, möglichst vollständigen SO2-Abscheidung aus Gasen von 6 bzw. 4 Vol.% SO2 toleriert die in der Bundesrepublik Deutschland 1984 erschienene VDI-Richtlinie 2298 eine einhaltbare S02-Massenkonzentration im Abgas von 4,8 bzw. 3,1 g/m3.
  • Das Stickoxid-Schwefelsäure-Verfahren erreicht bei geringerem Bedarf an elektrischer Energie wesentlich tiefere S02-Restgehalte (kleiner als 0,2 g/m3). Aus Gründen des Umweltschutzes ist das Stickoxid-Schwefelsäure-Verfahren in den letzten Jahren weiterentwickelt worden. Die Entwicklung geht aus folgenden Literaturstellen hervor:
    • - Fattinger, V., Proc. Brit. Sulphur Corp., 3rd Int. Conf. Fert., London, November 1979, Paper XXVI
    • - Blankenstein, K., Neumann, G.E., Umweltbundesamt F und E Bericht No. 10403311, Juni 1980
    • - Sander, U., Fattinger, V., Chem.Ing.Tech., 55 (1983), Nr. 8, S. 601/607
    • - Fattinger, V., Ciba-Geigy Corporation, US Patent No. 4 148 868 (1979)
    • - Fattinger, V., Ciba-Geigy Corporation, US Patent No. 4 242 321 (1980)
    • - Ullmans Enzyklopädie der technischen Chemie, 4, neubearbeitete und erweiterte Auflage, Verlag Chemie, Weinheim, Band 21 (1982), S. 148.
  • Moderne Stickoxid-Schwefelsäure-Anlagen erreichen im gereinigten Abgas als Summe der sauren Schadgase S02 + NO Werte unter 300 ppm. Diese tiefen Restgehalte an Schadstoffen können auch bei der Verarbeitung von schwachen SOz-Gasen im Bereich 0,3 bis 5 Vol.% erzielt werden.
  • Neben sehr hohen Abscheidegraden für SO2 haben NOx-H2SO4-Verfahren weitere Vorteile gegenüber Kontaktanlagen:
    • - Geringerer Verbrauch an elektrischer Energie
    • - Hohe Betriebssicherheit
    • - Rasche Inbetriebsetzung ohne Vorheizung
    • - Leichte Reinigung des Systems durch Spülung mit Wasser.
  • Ein entscheidender Nachteil aller Stickoxid-Schwefelsäure-Systeme ist jedoch, dass eine direkte Produktion von nitrosefreier Säure mit mehr als 80 % H2S04 mit tragbarem Aufwand nicht möglich ist.
  • Es ist bekannt, SOz-Gase zuerst einer Kontaktanlage zuzuführen, in welcher ein Teil des SO2 zu konzentrierter Schwefelsäure verarbeitet wird, und die noch SO2-haltigen Gase einer nachgeschalteten Stickoxid-Schwefelsäure-Anlage zuzuleiten. Ein Nachteil dieser Verfahrensweise ist der Umstand, dass die Kontaktanlage für die gesamte S02-Gasmenge ausgelegt werden muss. Bei S02-Gasen unter 5 Vol.% ist es kaum möglich, die Wasserbilanz auszugleichen, weil die vorgeschaltete Kontaktanlage die gesamte im SO2-Gas enthaltene Wassermenge absorbiert.
  • Es ist auch vorgeschlagen worden, die in einem Stickoxid-Schwefelsäure-System erzeugte 75 bis 78-%ige Schwefelsäure dadurch auf konzentrierte Säure zu verarbeiten, dass man durch Schwefelverbrennung ein starkes SOz-Gas erzeugt und daraus S03 gewinnt, welches zur Aufkonzentrierung der Säure dient. Dabei kann - wie ebenfalls vorgeschlagen wurde - die Abwärme des Schwefelverbrennungsofens zur Vorkonzentrierung der Säure ausgenutzt werden. Der Nachteil dieser Arbeitsweise ist die Notwendigkeit der Beschaffung von Schwefel. Hinzu kommen die Kosten für die Verbrennungsapparaturen. Durch die Verbrennung des Schwefels vermehrt sich der Anfall an Schwefelsäure. Dies ist meist unerwünscht, wenn an sich bereits Schwierigkeit besteht, für die aus Gründen des Umweltschutzes anfallende Schwefelsäure eine Verwertung zu finden.
  • Gegenstand der Erfindung ist ein Verfahren zur Abscheidung von Schwefeldioxid aus Gasen und zur Herstellung von konzentrierter Schwefelsäure, wobei die Hauptmenge der Gase in einem Stickoxid-Schwefelsäuresystem von SO2 befreit wird und die Aufkonzentrierung der Säure in einer Kontaktanlage erfolgt.
  • Das erfindungsgemässe Verfahren zur Abscheidung von Schwefeldioxid aus Gasen, insbesondere Abgasen, und zur Herstellung von konzentrierter Schwefelsäure mit einer Konzentration von mehr als 90 % durch Einführen einer nach einem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess erhaltenen vorkonzentrierten Schwefelsäure in eine Schwefeltrioxid-Absorptionsanlage ist dadurch gekennzeichnet, dass die im Schwefeltrioxid-Absorptionssystem frei werdende Wärmemenge zur Vorkonzentrierung der Schwefelsäure aus dem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess benutzt wird, wobei man
    • a) den Schwefeldioxid enthaltenden Gasstrom, der zur Erzeugung von Schwefeltrioxid eingesetzt wird, vortrocknet und das aus dem Gas entfernte Wasser als wasserhaltige Schwefelsäure dem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess zuführt und/oder
    • b) bei der Vorkonzentrierung entstehende wasserhaltige Gase in den Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess einführt.
  • Der Grundgedanke des Verfahrens ist die Verwertung überschüssigen Wassers aus dem Kontaktsystem, einschliesslich dem Säurevorkonzentriersystem, in der Stickoxid-Schwefelsäure-Anlage. Es zeigt sich, dass man auf eine Vortrocknung der Schwefeldioxid-Gase verzichten kann, wenn man die wasserhaltigen Gase aus der Säurekonzentrierung im Stickoxid-Schwefelsäure-System verwertet. Im Normalfall werden jedoch beide Massnahmen, nämlich die Vortrocknung der Gase und die Rückführung der Austrittsgase der Schwefelsäurekonzentrierung in das Stickoxid-Schwefelsäure-System, angewendet.
  • Um die in einer Kontaktanlage gewinnbare Wärme zu vergrössern, ist es vorteilhaft, den Trockenturm der Kontaktanlage bei Temperaturen von über 70°C zu betreiben. Damit trotz der erhöhten Temperatur im Trockenturm eine vollständige Gastrocknung erzielt wird, empfiehlt es sich, die Schwefelsäure-Konzentration im Trockenturm-Kreislauf über 97 % H2S04 zu halten.
  • Es ist nicht notwendig, bei der Erzeugung von S03 einen vollständigen Umsatz von SO2 in S03 sicherzustellen. Es genügen z.B. Umsätze von unter 97 %, welche mit entsprechend einfachen und relativ billig erstellbaren Kontaktsystemen erzielbar sind, wenn die Gase, welche gelangen mit einer Temperatur von 80°C über Leitung 15 in eine Kontaktkesselanlage einschliesslich Gaswärmetauschern zur Umsetzung von SO2→SO3. Der Umsatz liegt über 97 % und die S03-Gase gelangen mit ca. 180°C über Leitung 16 in einen Venturi-Absorber, wonach sie den Absorptionsturm 18 von unten nach oben durchströmen. Mittels der Leitungen 19, 20 und 21 wird das von S03 befreite Gas bei einer Temperatur von etwa 90°C in zwei Hälften geteilt und den Säurekonzentriertürmen 22 und 23 zugeleitet.
  • Ueber den Schwefelsäure-Nebelabscheider 24 und das Gebläse 25 gelangen die Abgase der Kontaktanlage schliesslich in den Kamin 5.
  • Durch die Säureleitung 26 wird eine 76-%ige Schwefelsäure aus dem NOx-H2SO4-System in den Säurekreislauf des zweiten Gasvortrockenturmes 12 geleitet. Der Säureüberlauf dieser zweiten Gasvortrocknung gelangt mittels Leitung 27 in den ersten Gasvortrockenturm 10. Im Säurekreislauf dieses Turmes befindet sich die Pumpe 28 und der Säurekühler 29, welcher mittels Kühlwasser eine Temperatur des Kreislaufes von weniger als 450C sicherstellt.
  • Die Säure, welche die Hauptmenge des Wassergehaltes des Gasstromes von 11 Nm3/Sek. aufgenommen hat, gelangt in entsprechend verdünnter Form über Leitung 30 zurück in das Stickoxid-Schwefelsäuresystem.
  • Die Menge an Säure von 76 % H2SO4, welche über Leitung 31 aus dem Stickoxid-Schwefelsäuresystem abgeführt wird, ist mehr als viermal grösser als die Säuremenge, welche mittels Leitung 26 abgezogen wird. Die mittels Leitung 31 abgeleitete Säure von 76 % kehrt nicht in das Stickoxid-Schwefelsäuresystem zurück; ihre Menge entspricht stöchiometrisch der im Stickoxid-Schwefelsäuresystem verarbeiteten S02-Menge. Im Wärmetauscher 32 wird die Säure auf eine Temperatur von 100°C gebracht, bevor sie über die Leitung 33 in den Säurekonzentrierturm 23 gelangt. In diesem Turm wird die Säurekonzentration auf ca. 81,5 % angehoben, unter Abgabe von Wasserdampf an das trockene Eintrittsgas des Konzentrierturmes 23. Die Verdampfungswärme wird dem Konzentrierturm 23 mittels der Säurekreislaufleikann aus dem System ausgeschleust werden. Eine Säurevorkonzentrierung im Vakuum kann daher vorzugsweise dann zur Anwendung kommen, wenn es mit anderen Mitteln schwierig ist, für das Gesamtsystem eine ausgeglichene Wasserbilanz sicherzustellen.
  • Beispiel 1: Fig. 1 dient zur Erläuterung des ersten Ausführungsbeispieles. Die Gasförderleitungen sind als parallele Linien gezeichnet. Kreisläufe von Schwefelsäure mit mehr als 90 % sind mit kräftigen Linien dargestellt. Strich-punktierte Linien markieren Kreisläufe für Säure unter 90 %. Leitungen für den Transport von Säure zwischen den Behandlungsstufen sind strichliert dargestellt. Punktierte Linien sind keine Säureleitungen, sondern markieren Regelungsvorgänge.
  • 36 Nm3/Sek. eines entstaubten Rostgases mit 4,5 Vol.% SO2 gelangen bei 80°C über Leitung 1 in das Gasbehandlungssystem. Die Gasmenge von 36 Nm3/Sek. wird in zwei Ströme geteilt, 25 Nm3/Sek. gelangen über Leitung 2 und Gebläse 3 in eine Turmanlage nach dem Stickoxid-Schwefelsäureverfahren. In dieser Turmanlage wird der SOz-Gehalt der Gase in eine 76-%ige Schwefelsäure verarbeitet. Die Abgase mit einem Gehalt von SO2+NOx von weniger als 400 ppm gelangen über Leitung 4 zum Kamin 5.
  • 11 Nm3/Sek. des entstaubten SO2-Gases gelangen über Leitung 6 und Ventilator 7 in eine Kontaktanlage, welche bereits vor Errichtung der Stickoxid-Schwefelsäureanlage vorhanden war und im Zuge der Erhöhung der Röstgasmenge von 11 Nm3/Sek. auf 36 Nm3/Sek. ergänzt wurde, um eine Säureproduktion mit einer Konzentration über 95 % H2S04 in der vergrösserten Neuanlage sicherzustellen.
  • Leitung 8 führt in die nasse Gaskühlung und Gasreinigung der Kontaktanlage. Die Leitung 9 leitet die Gase nach ihrer Reinigung in den ersten Gasvortrockenturm 10 und die Leitung 11 verbindet diesen Turm mit einem zweiten Gasvortrockenturm 12. Der Wassergehalt der Gase in Leitung 13, welche zum Gastrockenturm 14 führt, liegt unter 4 g/Nm3. Die mittels Säure von 98 % wasserfrei gemachten Gase Zur optimalen Ausnutzung der verfügbaren Wärme ist es zweckmässig, ein zwei- oder mehrstufiges System zur Vorkonzentrierung der aus dem NO -H2S04-System anfallenden Säure zu verwenden.
  • Aus dem Denitrierturm eines Stickoxid-Schwefelsäure-Systems läuft die Säure oft relativ heiss ab. Es ist von Vorteil, diese Säure mit ihrer ursprünglichen hohen Temperatur in die Säure-Vorkonzentrieranlage einzuleiten. Wie im Beispiel 2 noch näher beschrieben wird, ist es sinnvoll, die Temperatur der Säure, welche aus dem NO -H2S04-System anfällt, durch Wärmeaustausch mit Säure aus dem Absorptionssystem noch weiter anzuheben, vorzugsweise auf Temperaturen von über 100°C.
  • Die optimale Nutzung der im S03-Absorptionssystem anfallenden Wärme erfordert ein zwei- oder mehrstufiges S03-Absorptionssystem.
  • Dabei kann man die Säureablauftemperatur in der ersten Stufe der S03-Absorption über 150°C anheben. In der zweiten Absorptionsstufe kann vorzugsweise mit einer tieferen Temperatur gearbeitet werden. Jedoch ist es auch in dieser Stufe vorteilhaft, bei Temperaturen über 100°C zu arbeiten. Bei solch hoher Temperatur hat die Absorptionssäure einen zwar kleinen aber doch messbaren Dampfdruck an H2S04. Der grösste Teil dieser dampfförmigen Schwefelsäure wird in der nachfolgenden Säurevorkonzentrierung absorbiert. Vorsorglich kann jedoch gasseitig ein Schwefelsäurenebel-Abscheider nachgeschaltet werden.
  • Gemäss den Beispielen 1 bis 3 werden die trockenen Austrittsgase zur Vorkonzentrierung von Schwefelsäure ausgenutzt. Alternativ besteht jedoch die Möglichkeit, auf diese Massnahme zu verzichten und die Vorkonzentrierung im Vakuum bei einem Absolutdruck unter 200 mbar durchzuführen. Im Falle des Einsatzes einer Vakuum-Säurekonzentrieranlage wird durch einen Wärmeaustauscher die im S03-Absorptionskreis- lauf anfallende Wärme an den Kreislauf der Vakuumkonzentrieranlage übertragen. Aus einer Vakuumkonzentrierung fällt das aus der Säure ausgedampfte Wasser nach dem Kondensator in flüssiger Form an und einem Konverter zugeleitet werden, nach der S03-Absorption einem Stickoxid-Schwefelsäure-System zugeleitet werden, in welchem das restliche S02 zu Schwefelsäure umgewandelt wird.
  • Die absolut trockenen Gase aus der S03-Absorption sind in der Lage, aus Schwefelsäure Wasser auszutreiben und können daher vorteilhaft zur Vorkonzentrierung der Säure aus dem Stickoxid-Schwefelsäure- System eingesetzt werden.
  • Die vorgenannten Massnahmen erlauben es, jene Gasmengen, welche zur S03-Erzeugung herangezogen werden, kleiner als die Hälfte zu wählen, verglichen mit der Menge der Eintrittsgase des Stickoxid-Schwefelsäure-Systems.
  • Wenn SO2-Gase aus verschiedenen Quellen verarbeitet werden müssen, ist es vorteilhaft, jene Gase, welche mehr SO2 aufweisen, zur Erzeugung von S03 einzusetzen, während die grössere Menge an Gas geringerer Konzentration dem Stickoxid-Schwefelsäure-System direkt zugeleitet wird.
  • Wie im Beispiel 3 noch erläutert wird, gelingt es z.B., die gesamte Säureproduktion aus einem grossen Abgasstrom von 34 Nm3/Sek. in Form einer 97-%igen Schwefelsäure zu gewinnen, obwohl die SO2-Konzentration nur bei 2,5 Vol.% liegt. Die dafür notwendige zusätzliche kleine Kontaktanlage verarbeitet nur eine Gasmenge von 6 Nm3/Sek. bei einem S02-Gehalt von 7 Vol.% und braucht nur für einen SO2→SO3-Umsatz von ca. 85 % ausgelegt zu werden.
  • Sofern ein SO2-Gas zur Verfügung steht, welches etwa doppelt so konzentriert ist als die Hauptmenge des S02-Gasstromes, genügt es, einen Volumenstrom zur S03-Erzeugung einzusetzen, der weniger als ein Drittel ausmacht als der Volumenstrom des Eintrittsgases in das NO x-H2SO4-System.
  • tung 34 zugeführt. Die Säureförderung besorgt Pumpe 35. Der Wärmetauscher 36 überträgt die aus dem Kreislauf des S03-Absorptions- turmes 18 stammende Wärme an den Kreislauf 34 des Konzentrationsturmes 23.
  • Aus dem Konzentrierturm 23 gelangt über Leitung 37 die ca. 81,5-%ige Säure zu einem zweiten Konzentrierturm 22. Die Temperatur der Säure, welche über Leitung 38 in den Konzentrierturm 22 gelangt, liegt bei 150°C. Durch Abgabe von Wasser an das trockene Eintrittsgas steigt die Konzentration der Säure auf ca. 85 %. Leitung 39 fördert diese 85-%ige Säure in geregelter Menge in den S03-Absorptionsturm 18. Das Konzentrationsmessgerät 40 steuert die Säurezugabe derart, dass im S03-Absorber 18 eine Säurekonzentration von 98,4 bis 99 % aufrechterhalten wird.
  • Ueber Leitung 41 wird eine weitere Menge von 85-%iger Säure in geregeltem Umfang in den Säuremischbehälter 42 geleitet.
  • Die Säurekreislaufmenge über dem S03-Absorber 18 ist so bemessen, dass die Säure mit ca. 85°C über Leitung 46 eintritt und mit 165°C durch Leitung 47 zu Pumpe 48 fliesst.
  • Entsprechend dem Zusatz von 85-%iger Säure via Leitung 39 und der Aufnahme von S03 aus dem Gas vermehrt sich die Säuremenge im SOJ-Absorberkreislauf in den Kreislauf des Trockenturmes 14. Die dem Trockenturm zugeführte ca. 140°C heisse Säure und die Kondensationswärme des im Trockenturm 14 abgeschiedenen Wassers ergeben eine Anwärmung der den Trockenturm 14 durchströmenden Gase auf eine Temperatur von über 70°C. Die Konzentration der Kreislaufsäure des Trockenturrmes 14 liegt bei 98 %.
  • Eine der über Leitung 43 zugesetzten Säuremenge entsprechende Säuremenge wird über Leitung 44 in den Säuremischbehälter 42 geleitet. Der Säuremischbehälter 42 ist mit der Kühlvorrichtung 45 ausgerüstet. Die gesamte Säureproduktion des Systems kann aus dem Säuremischbehälter 42 abgezogen werden. Die Konzentration liegt über 95 %.
  • Beispiel 2: Das Prinzip-Fliessbild ist in Fig. 2 dargestellt. Die Art der Darstellung für Gasleitungen, Säurekreisläufe und Leitungen zwischen Behandlungsstufen wurde bereits in Beispiel 1 erläutert.
  • Gasweg: 40 Nm3/Sek. eines trockenentstaubten Abgases aus einem Hüttenbetrieb gelangen über Leitung 1 in das So2-Verarbeitungs- system. Die Gastemperatur beträgt 70°C, der S02-Gehalt 3,4 Vol.%, der Sauerstoffgehalt über 10 Vol.%. Wie dargestellt, wird der Gasstrom in zwei Ströme aufgeteilt. 25 Nm3/Sek. gelangen über Leitung 2, Gebläse 3 und Leitung 4 direkt in eine Gaskühlanlage, wo sie auf eine Temperatur von ca. 40°C abgekühlt werden.
  • Der kleinere Gasteilstrom, nämlich 15 Nm3/Sek. des SO2-Abgases aus Leitung 1 strömt über Leitung 6 durch das geöffnete Absperrorgan 11 zum Gebläse 7 und danach über Leitung 8 in Richtung einer Kontaktanlage, in welcher ein SO2→SO3-Umsatz von ca. 88 % herbeigeführt wird. Die Beschreibung des Gasweges durch die Kontaktanlage folgt später. Zunächst wird darauf verwiesen, dass die noch ca. 1 Vol.% SOZ enthaltenden Austrittsgaae der Kontaktanlage letztlich über Gebläse 25 und Leitung 10 wieder mit dem Hauptstrom der Gase in Leitung 4 vereinigt werden.
  • Nach Kühlung gelangt der Gasstrom in ein Stickoxid-Schwefelsäure-Turmsystem und von dort letztlich über Leitung 5 in die Atmosphäre. Die Summe der Schadgase SO2+NOx im gereinigten Gas liegt unter 300 ppm. Das Stickoxid-Schwefelsäure-Turmsystem enthält einen speziellen Stickoxid-Schwefelsäurenebelabscheider.
  • Der bereits erwähnte Gasteilstrom von 15 Nm3/Sek. wird, wie schematisch in Fig. 2 dargestellt, nach einer Kühlung und Nassreinigung in eine mehrstufige Gasvortrocknungsanlage geleitet. Der Aufbau dieser Vortrocknung entspricht dem in Beispiel 1 erläuterten Prinzip und auf eine Wiederholung einer Erläuterung kann daher verzichtet werden. Zweck dieser Vortrocknung ist die Abscheidung der Hauptmenge der Gasfeuchtigkeit und die Weitergabe des abgeschiedenen Wassers an das NO x-H2SO4-System mittels Leitung 30. Ueber Leitung 13 gelangt der vorgetrocknete Teilgasstrom von 15 Nm3/Sek. in die Gasfeintrocknung, deren Aufbau ebenfalls analog ist, wie in Beispiel 1 dargelegt und erläutert. Ueber Leitung 15 gelangen die ca. 85°C heissen, trockenen Gase in ein Kontaktsystem, in welchem ca. 88 % des SO2 ind S03 umgesetzt werden. Dieser relativ geringe Umsatz erlaubt die Verwendung eines nur zweistufigen Konverters mit niedrigem Gaswiderstand. Die den Gaswärmetauscher des Kontaktsystems verlassenden Gase gelangen mit ca. 140°C in den Venturi Absorber 17 und die erste Füllkörperschicht 18 der SOs-Absorptionsanlage. Die Absorptionstemperatur der Hauptmenge des S03 durch eine ca. 98,5-%ige Schwefelsäure liegt bei 160°C. Die Restmenge des S03 wird in einer nachgeschalteten Absorptionsstufe 19 abgeschieden, in welche das Gas über Leitung 41 gelangt. Diese zweite Stufe der S03-Absorption wird über Leitung 46 mit einer ca. 115°C heissen Säure von 98,5 bis 99 % berieselt. Bei dieser Temperatur liegt der H2S04-Dampfdruck im Bereich 0,05 bis 0,1 Torr. Eine diesem Dampfdruck entsprechende kleine Menge H2S04-Dampf gelangt in die Konzentriertürme 22 und 23. Dank der hohen Temperatur in den Konzentriertürmen, entsteht - wenn überhaupt - ein grober, leicht abscheidbarer Schwefelsäurenebel, welcher ohne grösseren Aufwand im nachgeschalteten Stickoxid-Schwefelsäuresystem abgeschieden wird.
  • Säureweg: Die im Stickoxid-Schwefelsäuresystem anfallende ca. 77-%ige Säure strömt durch Leitung 26 zur Kontaktanlage und teilt sich in dieser auf die Leitungen 27 und 31. Etwa 30 % der aus Leitung 26 anfallenden.Säure gelangen über Leitung 237 und Kühler 28 in die Gasvortrocknung. Der Kühlwasserfluss des Kühlers 28 ist mit Ziffer 29 gekennzeichnet. Wie bereits erläutert, gelangt der Säurefluss aus Leitung 27 nach Aufnahme von Wasser in der Gasvortrocknung über Leitung 30 zurück in das Stickoxid-Schwefelsäure- system.
  • Jene Säure, welche über Leitung 31 dem Säurekonzentriersystem zugeleitet wird, entspricht stöchiometrisch der gesamten im NO -H2S04-System aus dem Gas abgeschiedenen S02-Menge.
  • Im Wärmetauscher 32 wird die 77-%ige Säure auf 150°C erhitzt. Die hierfür erforderliche Wärme stammt aus der SO3-Absorption 18. Die Temperatur der mittels Leitung 47 und Pumpe 48 zum Wärmetauscher 32 fliessenden Säure beträgt ca. 165°C. Die im Wärmetauscher 32 erhitzte 77-%ige Säure gelangt über Leitung 33 in die obere Füllkörperschicht des Konzentrierturmes 23. Die heisse Säure gibt Wasserdampf ab und erhöht dadurch ihre Konzentration auf ca» 79 %, bevor sich die Säure mit dem Säurekreislauf der unteren Füllkörperschicht des Konzentrierturmes 23 vermischt. Die Füllkörperschichten wurden in Fig. 1 und in Fig. 2 durch gekreuzte Schraffierungen kenntlich gemacht.
  • Der weitere Weg der Säure aus dem Konzentrierturm 23 zum Konzentrierturm 22 und die Funktion dieses zweistufigen Säurekonzentrier-Systems wurde bereits in Beispiel 1 erläutert und kann aus Fig. 2 entnommen werden. Die Gesamtmenge der auf ca. 86 % vorkonzentrierten Säure gelangt über Leitung 39 in den Säurekreislauf des S03-Absorptionssystems. die Zuflussmenge wird mittels dem Säurekonzentrations-Mess- und Regelgerät 40 so gesteuert, dass im Absorptionssystem die gewünschte Konzentration von 98,5 bis 99 % aufrechterhalten wird.
  • Wegen des Zuflusses von 86-%iger Säure und durch die Absorption von SO3 erhöht sich kontinuierlich die umgepumpte Menge an Absorptionssäure. Ueber Leitung 43 wird - gesteuert nach dem Säureniveau im Sumpf des Absorbers 18 - kontinuierlich Säure in den Gasfeintrockenturm geleitet. Durch Aufnahme von Wasser aus dem Gas stellt sich im Trockenturmkreislauf eine Konzentration von 97 bis 98 % H2S04 ein.
  • Die produzierte Säure wird mit dieser Konzentration mittels Leitungen 42 und 44 und Pumpe 14 aus dem System entnommen.
  • Beispiel 3: Das Beispiel 3 wird ebenso wie Beispiel 2 anhand von Fig. 2 erläutert. Im Beispiel 3 ist jedoch das Absperrorgan 11 geschlossen und das Absperrorgan 12 geöffnet. Durch Leitung 1 strömen 34 Nmn3/Sek. eines SOz-Gases mit 2,5 Vol.%, welche aus einem Abgaserfassungssystem einer Sinter-Röstanlage stammen. Im selben Hüttenbetrieb fallen nach einem Röstofen 6 Nm3/Sek. eines Abgases an, dessen Gehalt an Sauerstoff bei 9 Vol.% liegt. Die Wege der Gase durch die beiden Schwefelsäure-Produktionssysteme und auch der Fluss der Säureströme entsprechen Fig. 2 und wurden bereits im Beispiel 2 erläutert. Gemäss Beispiel 3 genügt es, das kleine Kontaktsystem für einen SO2→SO3-Umsatz von nur 85 % auszulegen und die Anlage kann daher mit entsprechend niedrigem Investitions- und Betriebsaufwand errichtet und betrieben werden. Die Konzentration der gesamten anfallenden Schwefelsäure liegt über 97 %. Der SO2-Gehalt der gereinigten Gase beträgt weniger als 100 ppm.

Claims (14)

1. Verfahren zur Abscheidung von Schwefeldioxid aus Gasen, insbesondere Abgasen, und zur Herstellung von konzentrierter Schwefelsäure mit einer Konzentration von mehr als 90 % durch Einführen einer nach einem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess erhaltenen vorkonzentrierten Schwefelsäure in eine Schwefeltrioxid-Absorptionsanlage, dadurch gekennzeichnet, dass die im Schwefeltrioxid-Absorptionssystem frei werdende Wärmemenge zur Vorkonzentrierung der Schwefelsäure aus dem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess benutzt wird, wobei man
a) den Schwefeldioxid enthaltenden Gasstrom, der zur Erzeugung von Schwefeltrioxid eingesetzt wird, vortrocknet und das aus dem Gas entfernte Wasser als wasserhaltige Schwefelsäure dem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess zuführt und/oder
b) bei der Vorkonzentrierung entstehende wasserhaltige Gase in den Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess einführt.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass im Schwefeltrioxid-Absorptionssystem mit einer Säureablauftemperatur von mehr als 120°C gearbeitet wird.
3. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass man den Schwefeldioxid enthaltenden Gasstrom, der zur Erzeugung von Schwefeltrioxid eingesetzt wird, in einem Trockenturm auf Temperaturen über 70°C erwärmt.
4. Verfahren nach Anspruch 3, dadurch gekennzeichnet, dass der Trockenturm mit Schwefelsäure von einer Konzentration über 97 % betrieben wird.
5. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass der Umsatz von Schwefeldioxid zu Schwefeltrioxid in dem einem Konverter zugeleiteten Gasstrom unter 97 % liegt und die nach der Schwefeltrioxid-Absorption noch Schwefeldioxid enthaltenden Gase dem Stickoxfd-Schwefelsäure-Prozess zugeführt werden.
6. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass man die trockenen Gase aus der Schwefeltrioxid-Absorption in eine Anlage zur Vorkonzentrierung der Säure aus dem Stickoxid-Schwefelsäure-Prozess einleitet.
7. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass die zur Schwefeltrioxid-Erzeugung geleitete Gasmenge weniger als die Hälfte der in das Stickoxid-Schwefelsäure-System eintretenden Gasmenge beträgt.
8. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass man zur Erzeugung von Schwefeltrioxid ein Schwefeldioxid enthaltendes Gas einsetzt, dessen Konzentration an Schwefeldioxid höher ist als diejenige des direkt in das Stickoxid-Schwefelsäure-System eingeleiteten Gasstroms.
9. Verfahren nach Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, dass die zur Schwefeltrioxid-Erzeugung geleitete Gasmenge weniger als ein Drittel der in das Stickoxid-Schwefelsäure-System eintretenden Gasmenge beträgt.
10. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass die aus dem Stickoxid-Schwefelsäure-System stammende Schwefelsäure zwei-oder mehrstufig vorkonzentriert wird.
11. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass die aus dem Stickoxid-Schwefelsäure-System stammende Schwefelsäure bei Temperaturen über 100°C in eine Säurekonzentrieranlage geleitet wird, die von den Austrittsgasen eines Kontaktkessels durchströmt wird.
12. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass die Schwefeltrioxid-Absorption zwei- oder mehrstufig erfolgt.
13. Verfahren nach Anspruch 12, dadurch gekennzeichnet, dass die Säureablauftemperatur aus der ersten Stufe der Schwefeltrioxid-Absorption bei über 150°C liegt.
14. Verfahren nach einem der vorangehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Vorkonzentrierung bei einem absoluten Druck von unter 200 mbar erfolgt.
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